乙醇-丙醇筛板式精馏塔的设计与计算课程设计(编辑修改稿)

乙醇-丙醇筛板式精馏塔的设计与计算课程设计(编辑修改稿)内容摘要：

  3/ 7080 mkgmL F BmL F B   3/ mkgmL FmL F BBFmL F AAFmL F   塔釜温度 Ctw  ，则 吉林化工学院化工 原理课程设计 9 3/2 1 2 1 7 0 3 1 7 901 0 0 mkgmL W AmL W A   3/ 6 2 6 0 3 2 6 901 0 0 mkgmL W BmL W B   3/ mkgmL WmL W BBWmL W AAWmL W   所以，精馏段平均液相密度为 31 /6 3 8 7 52 8 8 0 13 8 4 92 mkgm L Fm L DmL   提馏段平均液相密度为 32 /1 2 0 7 22 3 3 02 mkgm L Fm L WmL   （ 2）汽相平均密度 mV 根据理想气体状态方程，有 精馏段   31111 /, mkgRT Mp mVmmV   提馏段   32222 / mkgRT Mp mVmmV   液体表面张力 m 的计算 运用内差法计算，已知： 塔顶温度 CtD  ，有 mmNmD AmD A / 6070   mmNmDBmDB / 6070   塔顶液体表面张力为     mmNxx m D BDm D ADD / 7 7   进料板温度 CtF  ，有 吉林化工学院化工 原理课程设计 10 mmNmF AmF A / 7080   mmNmF BmF B / 25, 7080   进料板液体表面张力为     mmNxx m F BFm F AFF /   塔釜温度 CtW  ，有 mmNmW AmW A / 0 901 0 0   mmNmW BmW B / 0 901 0 0   塔釜液体表面张力为     mmNxx m W BWm W AWW / 3 3   则，精馏段平均液体表面张力 mmNFDm /   提馏段平均液体表面张力 mmNFwm /   液体 比热容与汽化潜热的计算 表 24 甲醇、水汽化热和比热容数据 温度 甲醇 水 汽化热 热容 汽化热 热容  kgkJ/   CkgkJ /  kgkJ/   CkgkJ / 40 1149 50 60 1128 64 42247 66 42153 70 80 1070 94,29 吉林化工学院化工 原理课程设计 11 90 100 1330 运用插值法计算，已知： 塔顶温度 CtD  ，有    Ck m o lkJCkgkJCC P DAP DA   /   Ck m o lkJCkgkJCC P DBP DB   /塔顶液体平均比热容为      ./ 7 3 7 Kk m o lkJxCxCC DP D BDP D APD  进料板温度 CtF  ，有    Kk m o lkJKkgkJCC P F AP F A  /   Ck m o lkJCkgkJCC P F BP F B   /进料板液体平均比热容为      Ck m o lkJxCxCC FP F BFP F APF  / 塔釜温度 CtW  ，则    Ck m o lkJCkgkJCC P W AP W A   /   Ck m o lkJCkgkJCC P W BP W B   /塔釜液体平均比热容为      Ck m o lkJxCxCC WP W BWP W APW  / 3 3 同理，运用插值法可计算出液体汽化潜热，计算结果如下表所示 表 25 汽化潜热 计算结果表 温度  Ct 汽化潜热  kgkJ/ 甲醇 水 平均值 Dt 吉林化工学院化工 原理课程设计 12 Ft Wt 精馏塔汽、液相负荷的计算 （ 1）精馏段的汽、液相负荷 汽相负荷 smMVVmVmVs /5 2 2 6 0 0 5 3 6 0 0 3111   hmMVVmVmVh / 3111   液相负荷 smMLLmLmLs / 3111   hmMLLmLmLh /1 5 4 1 3 5 3111   （ 2）提馏段的汽、液相负荷 汽相负荷 smMVVmVmVs / 39。 3222   hmMVVmVmVh / 39。 3222   液相负荷 smMLLmLmLs / 39。 3222   hmMLLmLmLh / 39。 3222   热量衡算 塔顶上升蒸汽的热量 VQ     hkJnMtCVQ m V DDDPDV /5 1 4 5 4 5 9 33 6 2 2 3 3 3 2   残液带出的热量 WQ hkJtCWQ WPWW /2 2 4 9 3 5 4 4 7 59 4  回流带入的热量 RQ 采用泡点回流，则馏出口与回流口组成相同，即 吉林化工学院化工 原理课程设计 13 Ctt DR  ，  Ck m o lJCC PDPR  / hkJtCLQ RPRR /3 1 4 4 2 0 3  进料带入的热量 FQ hkJtCFQ FPFF / 0 4 3 5 2  塔顶馏出液的热量 DQ hkJtCDQ DPDD /7 5 1 6 0 8 6 6  冷凝器消耗的热量 CQ hkJ DRVC /4 4 3 5 1 6 9 27 5 1 6 0 8 6 13 1 4 4 2 0 3 95 1 4 5 4 5 9 3  散于周围的热量 IQ 取 BI  加热蒸汽代入的热量 BQ 全塔范围内列热量衡算式，有 IWVFRB  且 CRDV Q  即 FCWDB Q   hkJ / 则 hkJQ B / 表 26 热量衡算计算结果： 项目 进料 冷凝器 塔顶溜出液 塔底残液 再沸器 平均比热容  CkmolkJ // 84,52 热量  hkJQ // 塔和塔板主要工艺尺寸计算 塔径的计算 以精馏段计算为例 0 3 9 0 4 16 4 6 5 57 0 mVmLhhVLX  取板间距 mHT  ，塔板清液层高度 mhL  mhHY LT  吉林化工学院化工 原理课程设计 14 液体表面张力 mmN /20 时的气体负荷因子为 2220 1 6 6 4 1 6 YXYXYXC  22 3 9 3 9 1 6 3 9 6 4 1 6   气体负荷因子  mCC  液泛气速 smCumVmVmLf /1 2 2 1 2 3 8 7 50 8 1    取泛点率为 ，则空塔气速 smuu f /4 8 2  所以，精馏段塔径 muVD s   同理，计算得提馏段的塔径为 按标准圆整后，精馏段和提馏段塔径均取 有效高度的计算 精馏段：     mNHZ PT  提馏段：     mNHZ PT  在进料口安装防冲设施，取进料板板间距 mHF  ，且要求每 3~5 块板设计一个人孔，则全塔 20 块板应设计 3 个人孔，人孔处板间距 mHP  所以，全塔有效高度为 mHHZZZ PF  溢流装置计算 （ 1）堰长 塔径 mD  ，可选用单溢流弓形降液管，采用凹形受液盘。 取 DlW ,则堰长 mDlW 4 5 6 5  （ 2） 溢流堰高度 选用平直堰，堰上液层高度 OWh 由弗朗西斯公式计算，近似取 1E ,则 吉林化工学院化工 原理课程设计。